(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
ＣＯ2吸収剤と水蒸気との接触により吸収剤水和物を生成する上限以下の温度と所定の圧力を保持して水和反応を行う水和工程と、
水和工程で生成した吸収剤水和物を導入して加熱することにより水を除去して高活性吸収剤を得る水除去工程と、
原料と水蒸気を反応させてチャーを生成すると共にチャーをガス化してガス化ガスを生成し、且つ前記水除去工程から導入した高活性吸収剤にＣＯ2を吸収させて吸収反応物を生成すると共にこの時の反応熱を利用して前記原料のガス化を行い、更に前記ガス化ガスを前記水除去工程へ通して吸収剤水和物から水を除去するための加熱用熱源を供給するガス化工程と、
前記ガス化工程から導入したチャーを含む吸収反応物と、ＣＯ2及び水蒸気を含む循環ガスと、酸素との存在下、チャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼してＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離し、得られたＣＯ2吸収剤を前記水和工程に供給する吸収剤再生工程と、
前記吸収剤再生工程で分離してガス化工程及び吸収剤再生工程に循環するＣＯ2の一部を取り出して回収するＣＯ2回収工程とを有し、
前記水除去工程及びガス化工程と吸収剤再生工程の圧力を前記水和工程の圧力と同一としたことを特徴とするＣＯ2回収ガス化方法。
【請求項２】
前記各工程のうち水和塔の水蒸気分圧、ガス化工程の水蒸気分圧、吸収剤再生塔のＣＯ２分圧を、各反応に適した範囲で制御しつつ、各部のガス組成を調整することで、全圧の絶対圧が０．１〜１．０ＭＰａの範囲の任意の圧力になるよう設定することを特徴とする請求項１に記載のＣＯ２回収ガス化方法。
【請求項３】
前記水和工程の温度は４５０℃〜５５０℃である請求項１又は２に記載のＣＯ2回収ガス化方法。
【請求項４】
前記水除去工程及びガス化工程の温度は６００℃〜７００℃である請求項１又は２に記載のＣＯ2回収ガス化方法。
【請求項５】
前記吸収剤再生工程の温度は９００℃〜１０００℃である請求項１又は２に記載のＣＯ2回収ガス化方法。
【請求項６】
ＣＯ2吸収剤と水蒸気の接触により吸収剤水和物が生成される上限以下の温度と所定の圧力を保持して水和反応を行う水和塔と、
水和塔で生成した吸収剤水和物を導入して加熱することにより水を除去して高活性吸収剤を得る水除去部と、原料と水蒸気を反応させてチャーを生成すると共にチャーをガス化してガス化ガスを生成し、且つ前記水除去部から導入した高活性吸収剤にＣＯ2を吸収させて吸収反応物を生成すると共にこの時の反応熱を利用して前記原料のガス化を行い、更に前記ガス化ガスを前記水除去部へ通して吸収剤水和物から水を除去するための加熱用熱源を供給するガス化部とを有するガス化反応器と、
ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物を上部へ搬送する気流搬送部と、
気流搬送部により搬送されたチャーを含む吸収反応物と、ＣＯ2及び水蒸気を含む循環ガスと、酸素との存在下、チャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼してＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離し、得られたＣＯ2吸収剤を前記水和塔に供給する吸収剤再生塔と、
前記吸収剤再生工程で分離してガス化工程及び吸収剤再生工程に循環するＣＯ2の一部を取り出して回収するＣＯ2回収系統とを有し、
前記水和塔に接続されるガス化反応器と吸収剤再生塔の圧力を、前記水和塔の圧力と同一としたことを特徴とするＣＯ2回収ガス化装置。
【請求項７】
前記吸収剤再生塔は、前記ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物が落下供給されて吸収反応物をＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離するカ焼反応を主に行う上段室と、上段室からのＣＯ2吸収剤とチャーを導入してチャーの燃焼を主に行う下段室とを有している請求項６に記載のＣＯ2回収ガス化装置。
【請求項８】
前記吸収剤再生塔は、前記ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物が落下供給されて吸収反応物の予熱を行う上段の予熱室と、該予熱室からのチャーを含む吸収反応物を導入してチャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼反応させてＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離する中段の反応室と、該反応室からのＣＯ2吸収剤を導入して循環ガスと接触させることにより循環ガスを加熱する下段の熱交換室とを有し、更に、前記熱交換室からのＣＯ2吸収剤を搬送用ポットにより受け、このＣＯ2吸収剤を循環ガスにより最高部に設置した固体分離ポットに搬送して、該固体分離ポットで分離したＣＯ2吸収剤を前記水和塔に落下供給するようにした搬送手段を有している請求項６に記載のＣＯ2回収ガス化装置。
【請求項９】
前記吸収剤再生塔は、前記ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物が下端に落下供給され、該吸収反応物が循環ガスにより内部を吹き上げられてチャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼反応させてＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離する吹上式再生塔を有し、更に、該吹上式再生塔の上端に固体分離ポットが接続され、該固体分離ポットで分離したＣＯ2吸収剤の一部を前記水和塔に落下供給すると共に、ＣＯ2吸収剤の残りを前記吹上式再生塔の下端に循環させるようにした分配手段を有している請求項６に記載のＣＯ2回収ガス化装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、石炭、バイオマス等の炭素を含む原料をガス化してガス化ガスを生成し、同時にＣＯ2を回収する操作をシステム全体で同一の圧力にて行えるようにしたＣＯ2回収ガス化方法及び装置に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
水素Ｈ2を工業的に製造する方法としては従来から種々の方法が提案されている。天然ガスを原料とした天然ガス改質法は、天然ガスを水蒸気と触媒の存在下で改質し、一酸化炭素ＣＯと水素Ｈ2を得たのち、更にＣＯを水性ガスシフト反応によりＨ2に転換し、副生する二酸化炭素ＣＯ2を除去してＨ2を得ている。ただし、改質反応は吸熱反応であり、その熱を得るために少量の酸化剤（酸素または空気）を加えて天然ガスの一部を燃焼することにより必要な熱量を得ている。
【０００３】
しかし、上記天然ガス改質法は、高価な天然ガスを原料とするうえ、天然ガスの需要が増えつつある現状では、原料の確保も難しくなっている。また、改質の過程でＣＯ2が副生し、温室効果ガス排出削減の観点から好ましくない。なお、副生するＣＯ2を回収するシステムを追加することで、ＣＯ2の排出抑制を図ることは可能であるが、原料が高価なうえに、ＣＯ2の濃度を高めて除去するためのプロセス上のコストが増加するために、製品としての水素の価格上昇が避けられないという問題がある。
【０００４】
また、石炭或いは重質油を原料とするガス化方法は、原理的には天然ガス改質法と同様であり、水蒸気と少量の酸化剤存在下で石炭または重質油を反応させることにより、ＣＯとＨ2を得たのち、ＣＯを水性ガスシフトによりＣＯ2とＨ2に転換している。
【０００５】
しかし、このガス化方法は、石炭または重質油の原料価格が天然ガスよりは安価であるが、元素組成として天然ガスよりも炭素Ｃの割合が大きくなるほか、反応に高温条件（反応方式により異なるが１０００℃〜１５００℃）が必要となるため、原料を燃焼させる割合が大きくなり、その分、ＣＯ2排出量が多くなるという問題がある。
【０００６】
これに対し、近年、HyPr−RINGプロセスと呼ばれるＣＯ2回収型のガス化システムが提案されており、その一例が特許文献１に示されている。
【０００７】
このＣＯ2回収型のガス化システムは、石炭、バイオマス等の炭素を含む原料をＣＯ2吸収剤である生石灰ＣａＯの存在下で水蒸気Ｈ2Ｏと反応させてＨ2を得る方法である。反応時に発生するＣＯ2は共存するＣａＯにより炭酸カルシウムＣａＣＯ3（吸収反応物）として固定され、更にＣＯは水性ガスシフト反応によりＣＯ2とＨ2に転換されるため生成するガス化ガスはＨ2が主体となる。ＣＨ4或いはその他の炭化水素類も生成されるが、これらはＣａＯと反応しないためその状態のままガス化ガスに含まれる。ＣＨ4はＨ2の１０〜２０％程度生成するが、その他のガス成分は非常に少なくなる。
【０００８】
ＣＯ2を取り込んで固定された吸収反応物ＣａＣＯ3は、高温で焼成する（これを「カ焼」と称する）ことによりＣＯ2が分離され、ＣＯ2が分離して得られたＣａＯは再利用される。この焼成過程をＣＯ2と酸素Ｏ2の混合ガス中で行うことにより高濃度のＣＯ2が得られるため、ＣＯ2の回収・隔離が容易になる。
【特許文献１】特開２００３−８２３６１号公報
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００９】
前記したように、原料を水蒸気と反応させるガス化反応は吸熱反応であるため何らかの熱源が必要であり、特許文献１では、ガス化工程にＣａＯを共存させることでＣａＯが水蒸気やガス化反応で生成したＣＯ2と反応する際に熱が発生し、この熱を利用して原料をガス化することを特徴としている。ただし、ガス化条件である６００℃以上の高温では、ＣａＯとＨ２Ｏとの反応が制約され、例えば大気圧（絶対圧で０．１ＭＰａ）ではまったく反応しない。特許文献１ではガス化を６５０℃程度で行っているが、この条件でＣａＯと水が反応するためには、水蒸気分圧として１．０ＭＰａ（絶対圧、好ましくは１．５ＭＰａ）以上の条件が必要なため、ガス化反応で生成するガスの組成を考慮し、全圧としては例えば３．０ＭＰａ、水蒸気とその他の生成ガス成分との混合割合によってはさらに高圧の条件が必要となる。
【００１０】
一方、ＣａＯとＣＯ2の反応は低い圧力でも進むが、ＣａＯに直接ＣＯ２を吸収させたのちカ焼する操作を繰返した場合、ＣａＯの活性が急激に低下する問題がある。これは、ＣａＯが直接ＣＯ2と反応したとき、生成するＣａＣＯ3の表面が非常に緻密な構造になるためと考えられ、この状態でカ焼することで生成するＣａＯの表面も緻密になり、反応性が低下すると考えられる。これによって原料ガスとの反応が阻害されることにより活性が急激に低下する。
【００１１】
一方、ＣａＯがＣＯ２と反応する前に水蒸気と反応し水和物であるＣａ（ＯＨ）２を生成すると、緻密になったＣａＯの表面を再び活性の高い状態に戻す働きがあることを突き止め、その知見に基づき、特許文献１に示すＣＯ2回収型のガス化システムでは、６５０℃という高温条件でもＣａＯと水蒸気の反応が進む高圧の条件、即ち、プロセス上３．０ＭＰａ（絶対圧）程度の圧力が適当と考えられた。
【００１２】
更に、特許文献１では、ＣＯ2吸収用に大量のＣａＯを使用することになるため、使用後に再生して再利用することが前提となる。ＣＯ2吸収により生成した吸収反応物ＣａＣＯ3は高温で焼成することでＣＯ2を放出し、ＣａＯに戻るが、ＣａＣＯ3の焼成は通常空気中で行われている。ＣＯ2回収を特徴とする特許文献１では、ＣＯ2を高濃度で得る必要があり、そのためにはＣＯ2／酸素雰囲気下で焼成を行う必要がある。ＣａＣＯ3はＣＯ2濃度の低い条件では９００℃以下でも分解するが、ＣＯ2が１００％に近い濃度で存在する条件では、大気圧でも１０００℃を超える高温が必要である。さらにガス化と同じ３．０ＭＰａの高圧とした場合には、さらに過酷な条件となり、１０００℃をはるかに超える温度でも分解しないことが分かった。
【００１３】
このように、吸収反応物ＣａＣＯ3のカ焼は３．０ＭＰａでは困難なため、大気圧まで減圧したうえ、さらに若干の希釈ガス（ＣＯ２回収を考慮すると水蒸気を用いるのが好ましい）を加えることで実施する必要があり、従って、従来のＣＯ2回収型のガス化システムでは、高圧でガス化し、大気圧でカ焼する必要があるため、その間を循環するＣＯ2吸収剤（ＣａＯ）は昇圧のための装置と減圧のための装置を介して移動させる必要があった。
【００１４】
更に、昇圧、減圧のための装置としては、ロックホッパと呼ばれる複数の容器とその間を仕切る弁、及び昇圧用ガス供給系統、ガスの放出系統からなる装置を用いてるが、圧力が高いために装置が非常に複雑・高価になるうえ、仕切りのための弁は使用温度に制約があり、ある程度粉体を冷却する必要が生じるため、粉体冷却のための装置等が新たに必要になる等によって更に装置が複雑になり、技術的にもコスト的にも非常に厳しいものとなっていた。
【００１５】
更に、上記したように、圧力が異なるガス化部とカ焼部をロックホッパ等で仕切るうえ、その圧力差が３．０ＭＰａと大きいため、弁を通じてガスの一部がリークしやすく、弁のメンテナンスを頻繁に行う必要があることや、運転中にリークが増加しても安全を確保するための保護装置が必要になる。また、ロックホッパ昇圧のための大きなガス圧縮動力が必要なうえ、リークが増えればその分昇圧動力が嵩むという問題もある。
【００１６】
本発明は、上記実情に鑑みてなしたもので、石炭、バイオマス等の炭素を含む原料をガス化してガス化ガスを生成し、同時にＣＯ2を回収する操作をシステム全体で同一の圧力にて行えるようにしたＣＯ2回収ガス化方法及び装置を提供することを目的とする。
【課題を解決するための手段】
【００１７】
本発明は、ＣＯ2吸収剤と水蒸気との接触により吸収剤水和物を生成する上限以下の温度と所定の圧力を保持して水和反応を行う水和工程と、
水和工程で生成した吸収剤水和物を導入して加熱することにより水を除去して高活性吸収剤を得る水除去工程と、
原料と水蒸気を反応させてチャーを生成すると共にチャーをガス化してガス化ガスを生成し、且つ前記水除去工程から導入した高活性吸収剤にＣＯ2を吸収させて吸収反応物を生成すると共にこの時の反応熱を利用して前記原料のガス化を行い、更に前記ガス化ガスを前記水除去工程へ通して吸収剤水和物から水を除去するための加熱用熱源を供給するガス化工程と、
前記ガス化工程から導入したチャーを含む吸収反応物と、ＣＯ2及び水蒸気を含む循環ガスと、酸素との存在下、チャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼してＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離し、得られたＣＯ2吸収剤を前記水和工程に供給する吸収剤再生工程と、
前記吸収剤再生工程で分離してガス化工程及び吸収剤再生工程に循環するＣＯ2の一部を取り出して回収するＣＯ2回収工程とを有し、
前記水除去工程及びガス化工程と吸収剤再生工程の圧力を前記水和工程の圧力と同一としたことを特徴とするＣＯ2回収ガス化方法、に係るものである。
【００１８】
上記ＣＯ2回収ガス化方法において、前記各工程のうち水和塔の水蒸気分圧、ガス化工程の水蒸気分圧、吸収剤再生塔のＣＯ２分圧を、各反応に適した範囲で制御しつつ、各部のガス組成を調整することで、全圧の絶対値が０．１〜１．０ＭＰａの範囲の任意の圧力になるよう設定することは好ましい。
【００１９】
又、上記ＣＯ2回収ガス化方法において、前記水和工程の温度が４５０℃〜５５０℃であることは好ましい。
【００２０】
又、上記ＣＯ2回収ガス化方法において、前記水除去工程及びガス化工程の温度が６００℃〜７００℃であることは好ましい。
【００２１】
又、上記ＣＯ2回収ガス化方法において、前記吸収剤再生工程の温度が９００℃〜１０００℃であることは好ましい。
【００２２】
本発明は、ＣＯ2吸収剤と水蒸気の接触により吸収剤水和物が生成される上限以下の温度と所定の圧力を保持して水和反応を行う水和塔と、
水和塔で生成した吸収剤水和物を導入して加熱することにより水を除去して高活性吸収剤を得る水除去部と、原料と水蒸気を反応させてチャーを生成すると共にチャーをガス化してガス化ガスを生成し、且つ前記水除去部から導入した高活性吸収剤にＣＯ2を吸収させて吸収反応物を生成すると共にこの時の反応熱を利用して前記原料のガス化を行い、更に前記ガス化ガスを前記水除去部へ通して吸収剤水和物から水を除去するための加熱用熱源を供給するガス化部とを有するガス化反応器と、
ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物を上部へ搬送する気流搬送部と、
気流搬送部により搬送されたチャーを含む吸収反応物と、ＣＯ2及び水蒸気を含む循環ガスと、酸素との存在下、チャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼してＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離し、得られたＣＯ2吸収剤を前記水和塔に供給する吸収剤再生塔と、
前記吸収剤再生工程で分離してガス化工程及び吸収剤再生工程に循環するＣＯ2の一部を取り出して回収するＣＯ2回収系統とを有し、
前記水和塔に接続されるガス化反応器と吸収剤再生塔の圧力を、前記水和塔の圧力と同一としたことを特徴とするＣＯ2回収ガス化装置、に係るものである。
【００２３】
上記ＣＯ2回収ガス化装置において、前記吸収剤再生塔が、前記ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物が落下供給されて吸収反応物をＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離するカ焼反応を主に行う上段室と、上段室からのＣＯ2吸収剤とチャーを導入してチャーの燃焼を主に行う下段室とを有していることは好ましい。
【００２４】
又、上記ＣＯ2回収ガス化装置において、前記吸収剤再生塔が、前記ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物が落下供給されて吸収反応物の予熱を行う上段の予熱室と、該予熱室からのチャーを含む吸収反応物を導入してチャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼反応させてＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離する中段の反応室と、該反応室からのＣＯ2吸収剤を導入して循環ガスと接触させることにより循環ガスを加熱する下段の熱交換室とを有し、更に、前記熱交換室からのＣＯ2吸収剤を搬送用ポットにより受け、このＣＯ2吸収剤を循環ガスにより最高部に設置した固体分離ポットに搬送して、該固体分離ポットで分離したＣＯ2吸収剤を前記水和塔に落下供給するようにした搬送手段を有していることは好ましい。
【００２５】
又、上記ＣＯ2回収ガス化装置において、前記吸収剤再生塔が、前記ガス化反応器のガス化部からのチャーを含む吸収反応物が下端に落下供給され、該吸収反応物が循環ガスにより内部を吹き上げられてチャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼反応させてＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離する吹上式再生塔を有し、更に、該吹上式再生塔の上端に固体分離ポットが接続され、該固体分離ポットで分離したＣＯ2吸収剤の一部を前記水和塔に落下供給すると共に、ＣＯ2吸収剤の残りを前記吹上式再生塔の下端に循環させるようにした分配手段を有していることは好ましい。
【発明の効果】
【００２６】
本発明のＣＯ2回収ガス化方法及び装置によれば、水和塔と、ガス化反応器と、吸収剤再生塔の圧力を同一の圧力に保持できるようにしたので、従来の異なる圧力を有するガス化反応器と吸収剤再生塔との間に配置してＣＯ2吸収剤等を移動させるための昇圧装置及び減圧装置を省略することができて装置の大幅な簡略化を図ることができ、且つ同一の圧力によって連続した能率的な操業が可能となり、しかも大気圧に近い低い圧力で運転することにより装置の取扱い・制御も容易になるという優れた効果を奏し得る。
【発明を実施するための最良の形態】
【００２７】
以下、本発明の実施例を添付図面を参照して説明する。
【００２８】
図１は、本発明のガス化装置の実施例を示すフローシートであり、図中１は水和塔、２はガス化反応器、３は吸収剤再生塔、４はＣＯ2吸収剤である生石灰ＣａＯを水和塔１に供給するＣＯ2吸収剤供給系統、５はガス化反応器２にガス化を行う石炭、バイオマス等の炭素を含む原料を供給する原料供給系統、６は水和塔１、ガス化反応器２及び吸収剤再生塔３に水蒸気を供給する水蒸気供給系統、７は吸収剤再生塔３からのＣＯ2及び水蒸気Ｈ2Ｏを主体とする循環ガスをガス化反応器２及び吸収剤再生塔３に供給する循環ガス供給系統、８は吸収剤再生塔３に酸素Ｏ2を供給する酸素供給系統、９はガス化反応器２で生成した水素Ｈ2主体のガス化ガスを取り出すガス化ガス取出系統、１０は循環ガス供給系統７から循環ガスの１部を取り出し水蒸気を凝縮除去してＣＯ2を回収するＣＯ2回収系統である。
【００２９】
図１に示すように、ガス化反応器２の前段に設けた水和塔１では、ＣＯ2吸収剤であるＣａＯを水蒸気と反応させて吸収剤水和物Ｃａ（ＯＨ）2を生成し、このＣａ（ＯＨ）2を前記ガス化反応器２に供給するようにしている。水和塔１には前記ＣＯ2吸収剤供給系統４から補充用として供給されるＣａＯ（実際には石灰石：ＣａＣＯ3）、及び後述する吸収剤再生塔３でカ焼したＣａＯが導入されており、このＣａＯと、補助ボイラ等の水蒸気発生炉６ａを有する水蒸気供給系統６から底部に供給されて流動層を形成する水蒸気とにより下記［式１］の水和反応を行って、Ｃａ（ＯＨ）2を生成する。
［式１］
水和反応：ＣａＯ＋Ｈ2Ｏ→  Ｃａ（ＯＨ）2  （発熱反応）
【００３０】
このようにＣａＯが水蒸気を吸収して生成するＣａ（ＯＨ）2は、表面の結晶構造が緩んで反応性が保たれた状態となっており、このことは実験においても確認されている。水和塔１で生成したＣａ（ＯＨ）2はオーバーフローによりガス化反応器２に供給される。
【００３１】
上記ＣＯ2吸収剤としては工業的に入手が容易な石灰石ＣａＣＯ3をカ焼により分解し、生石灰ＣａＯの形にして用いることができる。石炭等の灰分が多い原料をガス化する場合は、ＣＯ2吸収剤を循環して使用する間に灰分が徐々に混入し、灰分が一定量以上になるとＣａＯの濃度低下によってＣＯ2吸収能力が低下するため、循環するＣａＯを一部抜出し、それに見合う量のＣａＣＯ3を、前記ＣＯ2吸収剤供給系統４により供給している。図１の装置では、下の容器４ｂ出口の弁Ｔを閉じて上の容器４ａから下の容器４ｂにＣａＣＯ3を供給し、上の容器４ａ出口の弁Ｔを閉じた後、下の容器４ｂを加圧し、次に下の容器４ｂ出口の弁Ｔを開けることにより所定の圧力を保持した状態でスクリューフィーダ４ｃ等により水和塔１へＣａＣＯ3を必要量供給している。規模の大きい装置では、容器４ｂの下に更に容器を備え、容器４ｂの加圧機能と、スクリューフィーダ４ｃへの定量供給機能を２つの容器で分担する３段式のシステムを用いることが多く行われている。又、図１ではＣａＣＯ3の供給先が水和塔１になっているが、ＣａＣＯ3にはＣＯ2吸収能力がないため、ＣａＣＯ3は先ず吸収剤再生塔３に供給してカ焼を行ったうえで、水和塔１を介してガス化反応器２に供給して使用する場合もある。尚、灰分が少ない原料をガス化する場合は、灰分の濃度上昇を防止するために循環するＣａＯの一部を抜出す必要がない反面、微粒化してサイクロン等からなる除塵器９ａ等で回収されるＣａＯがあり循環するＣａＯ量が減少するので、その補充用として前記ＣＯ2吸収剤供給系統４を用いることができる。
【００３２】
上記したように、水和塔１でＣａＯと水蒸気を反応させて得たＣａ（ＯＨ）2を用いてＣＯ2を吸収することで、ＣＯ2吸収剤の繰返し使用での反応性低下を避けることができるが、ＣＯ2吸収の前にＣａＯと水蒸気の反応を実現するためには高圧条件が必要であった。しかし、温度が低い条件では低圧でもＣａＯと水蒸気が反応してＣａ（ＯＨ）2を生成することに着目し、ＣａＯと水蒸気の接触によりＣａ（ＯＨ）2を生成する上限以下の温度（平衡曲線の温度より低い温度）を選定した試験を実施し、例えば、５００℃まで温度条件を緩和すると、０．４ＭＰａ（絶対圧）でもＣａＯと水蒸気が反応することを得た。
【００３３】
これにより水和塔１の水和条件は次の如く設定した。
温度：５００℃±５０℃程度
圧力：０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）
水蒸気供給量：ＣａＯの当量に対し２倍程度
ここで、ＣａＯ当量はＣＯ2吸収剤循環量（時間あたり流入する量）中のＣａＯがすべて反応してＣａ（ＯＨ）２になるために必要な水蒸気（Ｈ２Ｏ）のモル数
上記において、蒸気の供給をＣａＯの当量の２倍程度としているのは、供給した水蒸気のうち反応するのは半分で、残り半分は反応を円滑に進めるための余裕分として加えているものである。
【００３４】
上記したように水和塔１の条件を設定した場合に問題となるのがガス化反応である。ガス化にはある程度の高温が必要である。前述したように、通常のガス化プロセスでは１０００℃〜１５００℃のガス化温度が必要であるが、HyPr−RINGプロセスと呼ばれるＣＯ2回収型のガス化システムの特徴は、共存するＣａＯは単なるＣＯ2吸収剤ではなく、ガス化を促進する効果（触媒効果）を兼ね備え、そのために６５０℃程度という比較的低温度で十分ガス化できることである。ただし、６５０℃を下回ると、温度低下に伴い反応が極端に遅くなることが確認されており、上記の緩和された水和条件とは両立できない。
【００３５】
幸いなことに、ＣａＯの繰返し使用での活性低下防止の効果は、ＣａＯが水和して生成するＣａ（ＯＨ）2とＣＯ2が反応することが必須ではなく、水和に伴って起こるＣａＯ粒子の結晶構造変化による効果であることが判明した。カ焼では９００℃という高温で焼成するため、ＣａＯの焼き絞まりが起こるが、水和により生成したＣａ（ＯＨ）2を６５０℃程度で加熱したときに起こる脱水反応では、単に水分が抜けるだけで、ＣａＯの焼き絞まりが生じないことが判明し、これが高活性を維持する条件となっていたことが判明した。このことから、ＣａＯの水和反応とガス化反応とを同時に行わせる必要はなく、水和過程とガス化過程の分離が可能であることが判明した。
【００３６】
図１に示す如く、水和塔１と別個に備えるようにしたガス化反応器２は、上段の水除去部２ａと下段のガス化部２ｂとにより構成した。
【００３７】
上段の水除去部２ａには、水和塔１からオーバーフローした吸収剤水和物Ｃａ（ＯＨ）2がＬ字型のシール部Ｓを介して供給される。水除去部２ａはＣａ（ＯＨ）2がＣａＯとＨ2Ｏに分解する温度、圧力条件に保持されており、このため、Ｃａ（ＯＨ）2は一部または全部が脱水されて下記［式２］により高活性吸収剤ＣａＯとなる。
［式２］
Ｃａ（ＯＨ）2の脱水反応：Ｃａ（ＯＨ）2→  ＣａＯ＋Ｈ2Ｏ  （吸熱反応）
【００３８】
上記脱水反応はカ焼と比較して低い温度で達成できるため、ＣＯ2吸収剤は焼き絞まることなく、多孔質の状態のまま高活性吸収剤ＣａＯとなる。高活性吸収剤ＣａＯはＣａ（ＯＨ）2が供給された量に見合うだけオーバーフローし、高低差を利用しＬ字型のシール部Ｓを介して下段のガス化部２ｂへ送られる。
【００３９】
下段のガス化部２ｂには、原料供給系統５により原料が供給されており、底部からは水蒸気供給系統６により高温の水蒸気が供給されて原料のガス化が行われ、原料は熱分解してチャーとなり、さらにチャーはガス化を受けてＣＯやＨ2となる。
【００４０】
原料供給系統５は、図１では前記ＣＯ2吸収剤供給系統４と同様に、２段の容器５ａ，５ｂを備えた加圧システムとした場合を示しているが、規模が大きく、また長時間連続で運転を行う場合は、３段式にすることもある。また、供給装置としてスクリューフィーダ５ｃの場合を示したが、原料の種類によってはスクリューフィーダでの搬送が難しいものもあり、気流搬送方式、重力落下方式等を採用する場合もある。
【００４１】
ガス化部２ｂの底部には水蒸気のほか、循環ガス供給系統７により吸収剤再生塔３からのＣＯ2主体の循環ガス（水蒸気を含む）が熱交換器７ｂで加熱されて供給されており、ガス化部２ｂ内ではＣＯ2がＣａＯに吸収されて吸収反応物ＣａＣＯ3を生成し、この時の反応熱が前記原料のガス化のための熱源の一部として利用されている。なお、反応の平衡曲線温度（上限温度）より高い条件となるため、水蒸気とＣａＯの反応は起こらない。
【００４２】
下段のガス化部２ｂでは下記［式３］〜［式６］の反応が行われる。
［式３］
ガス化原料の熱分解：ＣxＨyＯz  →  Ｃ＋揮発分  （吸熱反応）
［式４］
ガス化反応：Ｃ＋Ｈ2Ｏ→  ＣＯ＋Ｈ2  （吸熱反応）
［式５］
水性ガスシフト反応：ＣＯ＋Ｈ2Ｏ→  ＣＯ2＋Ｈ2  （発熱反応）
［式６］
ＣＯ2の吸収反応：ＣａＯ＋ＣＯ2→  ＣａＣＯ3  （発熱反応）
ここで、ガス化原料ＣxＨyＯzは石炭やバイオマスを想定し、Ｃ、Ｈ、Ｏの化合物とした。ガス化原料はＮ、Ｓ等を含む場合もある。
【００４３】
上記した［式３］、［式４］の吸熱を、［式５］、［式６］の発熱により補うようにしている。更に、［式６］の反応を促進してガス化のための熱を補う目的で、吸収剤再生塔３等から循環するＣＯ2主体の循環ガスの一部をガス化反応器２へ供給している。
【００４４】
上記ガス化反応器２の反応条件は次の如く設定した。
温度：６５０℃前後
圧力：０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）
ここで、水蒸気供給量は循環ガス中の水蒸気との合計で原料中の炭素Ｃ分と当量もしくは若干多目とした。
【００４５】
ガス化反応器２のガス化によって生成した水素Ｈ2主体のガス化ガスは、ガス化ガス取出系統９のサイクロン等からなる除塵器９ａに供給されて含有する微粒子が除去される。図１では１つの除塵器９ａを示しているが、実際は除塵性能を考慮して複数段設置する場合もある。除塵器９ａを通過したガス化ガスは冷却器９ｂで冷却され、水分が凝縮されたのち、水素分離等の精製工程へ送られる。回収した微粉は、ロックホッパシステム９ｃ等により大気圧まで減圧されて排出される。
【００４６】
前記ガス化反応器２のガス化部２ｂからは、生成した吸収反応物ＣａＣＯ3とチャーの混合物がオーバーフローして気流搬送部１４を構成する搬送ポット１１に落下供給される。搬送ポット１１には循環ガス供給系統７のブロワ７ａで昇圧された水蒸気を含むＣＯ2主体の循環ガスが底部から供給されており、従って、吸収反応物ＣａＣＯ3とチャーの粒子は循環ガス（ＣＯ2）により気流搬送され、最も高い位置に設置された固体分離ポット１２まで垂直に搬送される。
【００４７】
固体分離ポット１２は、搬送ポット１１から気流搬送されてくる粒子と循環ガス（ＣＯ2）を分離するための容器であり、搬送管の内径に対して固体分離ポット１２の内径を十分大きくすることによりガス流速を下げて、流動層を形成する範囲の流速としている。更に、固体分離ポット１２の内径が広がった部分には多孔板（図示せず）を設けて、搬送ポット１１からの流れが慣性によりまっすぐ上に吹き抜けるのを防止すると共に、固体分離ポット１２内の流動層を安定させる役割を持たせている。流動層の上部にはオーバーフロー管１３ａ，１３ｂが備えてあり、オーバーフローしたチャーを含むＣａＣＯ3は高低差を利用して吸収剤再生塔３へ送られてカ焼するようになっている。固体分離ポット１２で分離された循環ガス（ＣＯ2）は前記循環ガス供給系統７のブロワ７ａの入口側に戻される。
【００４８】
前記吸収剤再生塔３で吸収反応物ＣａＣＯ3をカ焼するには、ＣＯ２の分圧が影響し、大気圧でのカ焼ではＣＯ２濃度が低い、すなわちＣＯ２分圧が大気圧より低い条件では９００℃程度以下の比較的低い温度でも反応が進む。しかし、大気圧下でもＣＯ2が１００％の雰囲気では、理論上は９２０℃程度でカ焼が可能であるのに対し、実際には１０００℃を超える温度が必要となり、大気圧以上ではさらに高温が必要となることでＣａＯの焼き絞まりによる活性低下が問題となるため、圧力を上げることができない。ここで、カ焼温度に影響するのはＣＯ２の分圧であり、逆にＣＯ2の分圧が１気圧以下であれば良いことになる。他のガス成分で薄めてＣＯ２分圧を下げることで多少の加圧条件でもカ焼が進行する条件を満たすことができる。ただし、他のガス成分として窒素等を用いると、ＣＯ2との分離が難しくなり好ましくない。従ってＣＯ2と容易に分離できるガス成分である必要がある。分離の容易なガス成分として水蒸気が考えられ、前記ガス化でも大量の水蒸気を使用していることから適当と考えられる。
【００４９】
例えば、絶対圧０．４ＭＰａ（ゲージ圧０．３ＭＰａ）でカ焼する場合、吸収剤再生塔３のガス組成がＣＯ2：Ｈ2Ｏ＝１：３、つまりＣＯ2濃度２５％までの条件であれば、大量の水蒸気は必要となるが、加圧条件でもカ焼が行えることになる。ただし、図２に示す平衡曲線から理論的にはＣＯ2分圧１気圧でのカ焼は可能であるが、実際には反応にともなう局部的な温度変化等が影響し、平衡曲線で示すＣＯ2分圧と温度の関係よりは、ＣＯ2分圧を低くしなければ反応が円滑に進まないことも実験的に確認されており、実際のプロセスでは、上記の比率よりＨ2Ｏの割合を増すか、または反応の圧力条件を下げる等の方法によりＣＯ2分圧を下げることで対応することになる。
【００５０】
このため吸収剤再生塔３は、ガス化反応器２と同様に２段の流動層反応炉としている。上段室３ａには固体分離ポット１２からオーバーフロー管１３ａにより移送される吸収反応物ＣａＣＯ3と未反応チャーの混合物がＬ字型のシール部Ｓを介して供給され、下段室３ｂへは上段室３ａからオーバーフローした粒子がＬ字型のシール部Ｓを介して供給される。
【００５１】
下段室３ｂの底部からは、循環ガス供給系統７からのＣＯ2を主成分とする循環ガスが熱交換器７ｃにより加熱されて供給されると共に、水蒸気供給系統６による水蒸気と、酸素供給系統８による酸素（Ｏ2）が供給されている。夫々の比率はＣＯ2分圧の絶対圧が０．１ＭＰａ（１気圧）を超えないように設定するとともに、Ｏ2量は未反応チャーが燃えきる程度とするが、Ｏ2が不足すると未反応チャーと水蒸気或いはＣＯ2が反応してＣＯやＨ2を生成し、Ｏ2が多すぎるとＯ2が再生ガス中に残るため、Ｏ2量はガス組成を見ながら調整する。
【００５２】
ガス化反応器２からの吸収反応物にはガス化反応器２での反応状態により、ＣａＣＯ3とＣａＯがある比率で存在している。また、ガス化反応器２で分解せずに吸収剤再生塔３へ到達するＣａ（ＯＨ）2も一部混在する可能性がある。吸収剤再生塔３の上段室３ａと下段室３ｂの反応は略同じであるが、ＣａＣＯ3の分解を促進する目的で２段式としており、上段室３ａでは主にＣａＣＯ3のカ焼反応（ＣａＣＯ3がＣａＯとＣＯ2に分解する）を行い、下段室３ｂでは主に未反応チャーの燃焼を行う。
【００５３】
上段室３ａと下段室３ｂでは下記式の反応が行われる。
上段室３ａの反応
［式７］
ＣａＣＯ3のカ焼：ＣａＣＯ3→  ＣａＯ＋ＣＯ2  （吸熱反応）
［式８］
Ｃａ（ＯＨ）2の脱水：Ｃａ（ＯＨ）2→  ＣａＯ＋Ｈ2Ｏ  （吸熱反応）
［式９］
未反応チャーの燃焼：Ｃ＋Ｏ2→ＣＯ2  （発熱反応）
ここで、上段室３ａには下段室３ｂから高温のガスが上昇するため、［式９］の反応は［式７］、［式８］の吸熱分を補う程度でよい。又、［式８］の反応はガス化反応器２で分解せず残っていたＣａ（ＯＨ）2の分解反応であり、量的には少ない。
【００５４】
下段室３ｂの反応
［式１０］
ＣａＣＯ3のカ焼：ＣａＣＯ3→  ＣａＯ＋ＣＯ2  （吸熱反応）
［式１１］
未反応チャーの燃焼：Ｃ＋Ｏ2→  ＣＯ2  （発熱反応）
ここで、［式１０］の反応は、上段室３ａで分解し切れなかったＣａＣＯ3がある場合に起こるもので、運転条件により下段室３ｂでのＣａＣＯ3の分解量は異なる。下段室３ｂの底部より供給されるガスは吸収剤再生塔３の運転温度より低いため、［式１１］の反応により系内温度を必要な条件に保持し、合わせて［式１０］の反応で必要な熱量を補う。未反応チャーの量が必要な熱量を供給する上で不足する場合は、固体分離ポット１２からオーバーフロー管１３ｂを介して下段室３ｂにもＣａＣＯ3と未反応チャーの混合物を供給することで対応する。
【００５５】
吸熱反応であるカ焼反応と、発熱反応であるチャーの燃焼との熱バランスをとる必要があるため、温度の経過を見ながら上記の調整を行う。
【００５６】
上記吸収剤再生塔３の反応条件は次の如く設定した。
温度：９００℃〜１０００℃
圧力：０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）
【００５７】
吸収剤再生塔３から導出されるＣＯ2主体のガスは、サイクロン等による除塵器７ｄに供給されて含有する微粒子が除去される。図１では１つの除塵器７ｄを示しているが、実際は除塵性能を考慮して複数段設置する場合もある。除塵器７ｄを通過したＣＯ2主体のガスは、前記水和塔１からの水蒸気主体のガスと共に前記循環ガス供給系統７に送られ、又、回収した微粉はロックホッパシステム７ｅにより大気圧まで減圧されて排出される。
【００５８】
下段室３ｂからオーバーフローする再生済みのＣＯ2吸収剤は、高低差を利用して水和塔１へ送られる。なお、ＣＯ2吸収剤供給系統４について述べた灰分の濃度上昇を防止するための方法と同様に、吸収剤再生塔３の下段室３ｂに備えたオーバーフロー管からＣａＯと共に灰分の一部を分岐して取り出すか、或いは下段室３ｂから直接排出する系統を設けてＣａＯと共に灰分の一部を抜出すようにしてもよい。
【００５９】
前記循環ガス供給系統７の循環ガスは、水蒸気Ｈ2Ｏを除くとＣＯ2が略１００％の高い濃度となっているので、この循環ガスの一部をＣＯ2回収系統１０により取り出して、水蒸気を凝縮することでＣＯ2を回収する。この回収したＣＯ2は所要の方法によって隔離できる。
【００６０】
上記実施例の作動を説明する。
【００６１】
図２は図１の実施例における水和塔１とガス化反応器２と吸収剤再生塔３における圧力と温度の関係を示す反応曲線を表わしている。図２中、ＡはＣａＯ＋ＣＯ2←→ＣａＣＯ3の反応平衡線図であり、線Ａの上側は分解、線Ａの下側は結合を表わし、ＢはＣａＯ＋Ｈ2Ｏ←→Ｃａ（ＯＨ）2の反応平衡線図であり、線Ｂの上側は分解、線Ｂの下側は結合を表わす。
【００６２】
水和塔１では前記吸収剤再生塔３で再生したＣａＯ及びＣＯ2吸収剤供給系統４からの追加のＣａＯが供給され、更に水蒸気供給系統６により底部から高温の水蒸気が供給されて反応することにより吸収剤水和物Ｃａ（ＯＨ）2を生成する。この時、水和塔１でのＣａＯと水蒸気の接触によりＣａ（ＯＨ）2が生成される上限以下の温度である５００℃±５０℃の範囲を選定し、これによって水和塔１の圧力を０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）に設定しているので、ＣａＯは安定して水和反応によりＣａ（ＯＨ）2を生成する。
【００６３】
上記水和塔１で生成したＣａ（ＯＨ）2は、オーバーフローによりガス化反応器２の上段の水除去部２ａに供給される。水除去部２ａはＣａ（ＯＨ）2がＣａＯとＨ2Ｏに分解する温度である６５０℃前後に設定されており、且つ０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）の範囲に設定され、このときの水蒸気濃度を５０％程度とすれば、水蒸気分圧は概ね０．２ＭＰａ（絶対圧）となり、Ｃａ（ＯＨ）2は一部または全部が脱水され、この時ＣＯ2吸収剤は焼き絞まることなく多孔質の状態のままの高活性吸収剤ＣａＯとなる。高活性吸収剤ＣａＯはオーバーフローして下段のガス化部２ｂへ送られる。
【００６４】
下段のガス化部２ｂには、原料が供給されると共に、底部からは水蒸気が供給されることにより原料のガス化が行われ、原料は熱分解してチャーとなり、さらにガス化を受けてＣＯやＨ2となる。
【００６５】
ガス化部２ｂには水蒸気のほか、ＣＯ2を主体とする循環ガスが供給されているので、ＣＯ2がＣａＯに吸収されて吸収反応物ＣａＣＯ3を生成し、この際の反応熱が前記ガス化のための熱源の一部として利用される。この時、温度が高いため、水蒸気とＣａＯの反応は起こらない。
【００６６】
上記したガス化反応器２では原料が水蒸気によりガス化され、更にＣＯ2が高活性吸収剤ＣａＯによって効果的に吸収されるので、ガス化反応器２からはＨ2主体のガス化ガスが効果的に取り出されるようになる。
【００６７】
前記ガス化反応器２のガス化部２ｂで生成した吸収反応物ＣａＣＯ3とチャーの混合物は、オーバーフローにより気流搬送部１４を構成する搬送ポット１１に落下し、ＣＯ2及び水蒸気Ｈ2Ｏを主体とする循環ガスにより気流搬送されて固体分離ポット１２に搬送され、固体分離ポット１２でＣＯ2及び水蒸気Ｈ2Ｏを主体とする循環ガスが分離されて、吸収反応物ＣａＣＯ3とチャーの混合物が吸収剤再生塔３に供給される。
【００６８】
吸収剤再生塔３は、９００℃〜１０００℃に設定され、且つ０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）に設定され、このときの水蒸気濃度を７５％程度（ＣＯ２はその残りの大半を占めるため概ね２５％）とすれば、ＣＯ２分圧は概ね０．１ＭＰａ（絶対圧）となり、上段室３ａに供給された吸収反応物ＣａＣＯ3は主にカ焼反応（ＣａＣＯ3がＣａＯとＣＯ2に分解）によりＣＯ2が除去されて高活性ＣａＯとなって下段室３ｂに供給される。下段室３ｂでは主にチャーの燃焼によってカ焼反応に必要な熱を供給する。
【００６９】
吸収剤再生塔３から導出されるＣＯ2主体のガスは、サイクロン等による除塵器７ｄに供給されて含有する微粒子が除去された後、前記循環ガス供給系統７に送られる。
【００７０】
前記循環ガス供給系統７の循環ガスは、水蒸気Ｈ2Ｏを除くとＣＯ2が略１００％の高い濃度となっているので、循環ガスの一部をＣＯ2回収系統１０により取り出して水蒸気を凝縮することによりＣＯ2を回収し、隔離を行う。
【００７１】
図２にも示すように、水和塔１では温度条件を緩和することで圧力を高め、ガス化反応器２では圧力を大幅に下げてガス化を可能とし、吸収剤再生塔３ではＣＯ２分圧を下げてカ焼を可能にすることによって、システム全体を、大気圧に近い０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）という低い同一の圧力で水和、ガス化及びカ焼が可能になり、よって、従来のように異なる圧力を有するガス化反応器と吸収剤再生塔との間に配置してＣＯ2吸収剤等を移動させるための昇圧装置及び減圧装置を省略することができて装置の大幅な簡略化を図ることができ、且つ同一の圧力によって連続した操業が可能となり、しかも大気圧に近い低い圧力で運転できるために制御も容易になる利点がある。
【００７２】
本発明者らは、上記実施例ではシステム全体の圧力を０．４ＭＰａ±０．１ＭＰａ（絶対圧）としたのに対し、システム全体の圧力を更に拡大することができないかについて検討を重ねた結果、前記実施例全系統の圧力を図３に示すように
０．１Ｐａ〜１．０Ｐａ（絶対圧）
まで拡大できることを得た。
【００７３】
低圧側への拡大
水和塔１では圧力を下げることが課題となっており、前記実施例では、水和塔１の温度を４５０〜５５０℃程度に限定したことにより圧力の下限値を０．４ＭＰａ（絶対圧）としたが、水和塔１の温度を４００℃まで下げることで大気圧（０．１ＭＰａ）まで条件を広げることが可能となった。プロセス上、水和工程の温度を４００℃とすることは問題ない。ただし、圧力を下げることで、装置の耐圧設計は楽になる反面、反応器等のサイズが大きくなるので、規模が小さい装置では圧力が低い条件、規模が大きい装置ほど圧力の高い条件を選定した方が有利となる。
【００７４】
高圧側への拡大
圧力を上げると、吸収剤再生塔３でのＣＯ2分圧が高くなり、再生の温度を上げる必要が生じる。しかし、温度が高くなると再生によりＣＯ2吸収剤（ＣａＯ）の活性低下を生じることから好ましくない。よってＣＯ2分圧を大気圧以下に下げる必要があり、そのため希釈用の水蒸気を大量に必要とすることが課題であった。
【００７５】
しかし、希釈用水蒸気の増加は後述する改善により解決できる見通しが得られたことによって、高圧側（１．０ＭＰａ）への圧力範囲拡大が可能になった。
【００７６】
一方、吸収剤再生塔３でのカ焼は、ＣＯ2分圧が０．１ＭＰａ（絶対圧、大気圧）を超える圧力では１０００℃を大きく超える温度まで上げなければ再生反応が進まないことがわかっている。逆に全圧が大気圧より高くても、ＣＯ2分圧が絶対圧０．１ＭＰａ以下の場合には、ＣＯ2分圧の値が小さくなるにしたがって再生が進む温度が低下する傾向がある。例えば、ＣＯ2分圧を０．１ＭＰａ（絶対圧）とする場合、全圧が０．４ＭＰａ（絶対圧）では再生ガス中のＣＯ2濃度２５％（水蒸気が７５％）となる。好ましくはＣＯ2分圧が０．１ＭＰａより低いほど再生の温度を低くできるので、再生ガス中のＣＯ2濃度は２０％或いはそれ以下が好ましい。前述の拡大した圧力範囲（絶対圧 ０．１〜１．０ＭＰａ）でもＣＯ2濃度の調整によって、ＣＯ2分圧を大気圧以下に抑えることは可能である。ただし、現実的には水蒸気を大量に供給する必要がある。システム例では、吸収剤再生塔３の出口ガスを循環して使用するフローになっており、ガスの圧縮過程で水蒸気の凝縮が起こらないことを条件とすると、水蒸気は循環して使用できるため、供給すべき水蒸気量はごく限られた量となるため前記圧力範囲の拡大が可能になる。
【００７７】
従って、水和塔１の水蒸気分圧、ガス化反応器２の水蒸気分圧、吸収剤再生塔３のＣＯ2分圧を調節することによって、前記図１のシステム全体の圧力を、全圧の絶対圧が０．１ＭＰａ〜１．０ＭＰａの範囲の任意の圧力に設定できるようになる。よってガス化装置の運転条件を広い範囲で設定できるようになる。
【００７８】
又、ガス化反応器２の反応温度を前記実施例では６５０℃としていたのに対し、６００℃〜７００℃まで拡大できることを得た。
【００７９】
拡大の理由
ガス化反応器２の反応温度を前記実施例では６５０℃としたが、これは、６５０℃より低い温度ではガス化反応が進みにくくなるためであった。一方、従来技術においては、６５０℃より高い温度ではガス化したときにＣＯ2吸収剤の溶融が問題であり、前記実施例においてもその点を考慮して、６５０℃より高い温度は避けていた。即ち、従来技術では、ＣＯ2吸収剤の水和とＣＯ2の吸収が同じ反応器内で起こるため、ＣａＯに加え、それぞれの反応生成物であるＣａ（ＯＨ）2とＣａＣＯ3が共存し、その結果ＣａＯ、Ｃａ（ＯＨ）2、ＣａＣＯ３の混合物からなる吸収反応物の融点がガス化温度近くまで低下する。その結果、わずかな温度上昇だけで吸収反応物の溶融が起こり、その影響で内容物の焼結、融着等のトラブルが発生していた。
【００８０】
しかし、本発明者らによる検討の結果、前記実施例の反応条件では、ガス化部２ｂにはＣａ（ＯＨ）2がほとんど存在し得ないことがわかり、したがって６５０℃を多少超える範囲では吸収反応物の溶融は起こらないことがわかった。ただし、本プロセスでは、石炭のガス化に必要な熱をＣＯ2吸収剤がＣＯ2を吸収する際に発生する熱を利用することから、７００℃を超える大きな発熱は期待できないと考え、上限を７００℃とした。一方、温度の低い側は、ガス化反応が進みにくくなることを懸念して前記実施例では６５０℃を下回らない条件としていたが、反応性の高い炭種ではある程度の温度低下は許容できることがわかったため、温度の低い側も６００℃まで拡大した。
【００８１】
前記実施例では、吸収剤再生塔３を最も高い位置に配置し、再生済みのＣＯ2吸収剤は、高度差を利用して、自重で水和塔１へ供給し、水和が完了したＣＯ2吸収剤は、同様に自重でガス化反応器２へ供給し、ガス化反応器２で生成した吸収反応物ＣａＣＯ3とチャーの混合物は気流搬送によって吸収剤再生塔３へ供給するようにしたが、前記システムにおける各装置の配置は種々変更することができる。
【００８２】
図４は本発明のガス化装置の実施例の他の例を示すフローシートであり、図１の実施例に対してより実際に則した構成を示しており、図４ではＣＯ2吸収剤供給系統４及び原料供給系統５を３段の容器を備えた加圧システムとしている。
【００８３】
図４の実施例では、吸収剤再生塔３'はシステム中最も低い位置に配置し、水和塔１は最も高い位置になるように配置している。従って、水和塔１からのＣａ（ＯＨ）2はガス化反応器２へ自重により供給され、ガス化反応器２からの吸収反応物ＣａＣＯ3とチャーの混合物は自重によって吸収剤再生塔３'に供給され、吸収剤再生塔３'で再生されたＣＯ2吸収剤（ＣａＯ）はオーバーフローにより搬送手段１５を構成する搬送ポット１６に落下する。そして、搬送ポット１６に落下したＣＯ2吸収剤（ＣａＯ）は、ＣＯ2及び水蒸気Ｈ2Ｏを主体とする循環ガスにより気流搬送されて固体分離ポット１７に搬送され、固体分離ポット１７で循環ガスから分離されてＣａＯは水和塔１に供給され、分離した循環ガスは前記循環ガス供給系統７に供給するようにしている。
【００８４】
ここで、図１の実施例における吸収剤再生塔３は２段式としているのに対し、図４の実施例における吸収剤再生塔３'は３段式としており、原料として使用する石炭や石灰石によって、それぞれ適した方式を採用することができる。図４の吸収剤再生塔３'では、前記ガス化反応器２のガス化部２ｂからのチャーを含む吸収反応物ＣａＣＯ3が落下供給されて吸収反応物の予熱を行う上段の予熱室３ｃと、該予熱室３ｃからのチャーを含む吸収反応物を導入してチャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼反応させてＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離する中段の反応室３ｄと、該反応室３ｄからのＣＯ2吸収剤を導入して循環ガスと接触することにより循環ガスを加熱する下段の熱交換室３ｅとを有している。
【００８５】
図１の実施例では、ガス化反応器２と吸収剤再生塔３との間に不活性なガス雰囲気を持つ気流搬送部が入ることで還元雰囲気のガス化反応器２と酸化雰囲気の吸収剤再生塔３のガスが交じり合うことを防げる効果がある。
【００８６】
一方、図４の実施例ではガス化反応器２と吸収剤再生塔３'との間に、明らかに雰囲気を分けるための装置は存在しない。その反面、ガス化反応器２で加熱された吸収反応物ＣａＣＯ3がほとんど冷却されることなく吸収剤再生塔３'に到達するため、再生の温度条件まで加熱するのが容易になる利点を有する。又、図４の実施例において、還元性雰囲気と酸化性雰囲気のガスの混合を避けるには、ガス化反応器２と収集剤再生塔３'との圧力バランスに注意する必要があり、制御システムで対応することができる。
【００８７】
図５は本発明のガス化装置の実施例の更に他の例を示すフローシートであり、図５の装置の吸収剤再生塔３"は、前記ガス化反応器２のガス化部２ｂからのチャーを含む吸収反応物が下端に落下供給され、該吸収反応物が循環ガスにより内部を吹き上げられてチャーの燃焼熱により吸収反応物をカ焼反応にてＣＯ2とＣＯ2吸収剤とに分離しながら上昇する吹上式再生塔３ｆにより構成しており、更に、該吹上式再生塔３ｆの上端に固体分離ポット１８が接続され、該固体分離ポット１８で分離したＣａＯの一部を前記水和塔１に落下供給すると共に、ＣａＯの残りを前記吹上式再生塔３ｆの下端に循環させるようにした分配手段１９を有している。
【００８８】
図５のように、吹上式再生塔３ｆによって水和塔１へＣａＯを供給するための搬送手段を兼用することにより、図４の構成に比べて、システムの簡素化が図れるほか、気流搬送のための搬送ガスが不要になるという利点がある。
【００８９】
なお、上記吹上式再生塔３ｆは、固体粒子がガスと一緒に再生塔内を短時間で通過することによって、吸収反応物ＣａＣＯ3の再生が十分行われない可能性が考えられるため、吹上式再生塔３ｆから出て固体分離ポット１７で分離したＣａＯの一部を、前記分配手段１９によって吹上式再生塔３ｆの下端へ循環させるようにし、複数回吹上式再生塔３ｆを通過させることにより、十分な再生時間を保持するようにした。ここで循環量は分配手段１９によって任意に調節することができる。
【００９０】
尚、本発明は上記形態にのみ限定されるものではなく、本発明の要旨を逸脱しない範囲内において種々変更を加え得ることは勿論である。
【図面の簡単な説明】
【００９１】
【図１】本発明のガス化装置の実施例の一例を示すフローシートである。
【図２】本発明による水和塔とガス化反応器と吸収剤再生塔における圧力と温度の関係を表わす反応曲線図である。
【図３】本発明による水和塔とガス化反応器と吸収剤再生塔における圧力と温度の範囲を拡大できることを説明するための反応曲線図である。
【図４】本発明のガス化装置の実施例の他の例を示すフローシートである。
【図５】本発明のガス化装置の実施例の更に他の例を示すフローシートである。
【符号の説明】
【００９２】
１  水和塔
２  ガス化反応器
２ａ  水除去部
２ｂ  ガス化部
３  吸収剤再生塔
３'吸収剤再生塔
３"吸収剤再生塔
３ａ  上段室
３ｂ  下段室
３ｃ  予熱室
３ｄ  反応室
３ｅ  熱交換室
３ｆ  吹上式再生塔
４  吸収剤供給系統
５  原料供給系統
６  水蒸気供給系統
７  循環ガス供給系統
８  酸素供給系統
９  ガス化ガス取出系統
１０  ＣＯ2回収系統
１５  搬送手段
１６  搬送用ポット
１７  固体分離ポット
１８  固体分離ポット
１９  分配手段
【図１】
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【図２】
0005293099.tif 000003
【図３】
0005293099.tif 000004
【図４】
0005293099.tif 000005
【図５】
0005293099.tif 000006